氧化镁法在煤矿锅炉脱硫应用与分析

　　第 3 章 氧化镁法在煤矿锅炉脱硫应用与分析

　　3.1 应用矿井供热和锅炉基本情况介绍。

　　矿井位于陕西省榆林市神木县西南部，行政区划隶属于榆林市神木县。矿井和选煤厂投产时，工业场地一号矿井供热负荷为采暖季 44297.6kW，非采暖季 6541.2kW，考虑 1.05 的管网漏损系数，锅炉房采暖季最大供热量 46512kW（折合蒸发量 66.4t/h），非采暖季供热量 6868kW（折合蒸发量 9.8t/h）。风井场地供热负荷为采暖季 13103.7kW，考虑 1.05 的管网漏损系数，锅炉房采暖季最大供热量 13759kW（折合蒸发量 19.7t/h）。锅炉燃用附近煤粉厂生产出的煤粉，煤粉热值：Q≥23000kJ/kg（5500kcal/kg），水分 Mad：≤5%，灰分 Ad：≤25%，挥发分 Vdaf：≥25%，全硫 Std：1.0%，细度 200 目（过筛率≥90%）。

　　按照采暖、非采暖季最大热负荷和不同时使用情况确定锅炉容量和台数。由于小保当一号矿井与二号矿井合建在一个场地，需共用一个锅炉房，二号矿井无选煤厂供热负荷，其余供热负荷与一号矿井相近。根据小保当二号矿井初步设计，二号矿井采暖季最大供热量约为 20921 kW（折合蒸发量 29.9t/h），非采暖季供热量 6868kW（折合蒸发量 9.8t/h）。两个矿井工业场地总供热负荷为67433 kW（折合蒸发量 96.3t/h），综合考虑后确定在矿井工业场地锅炉房内设置 2 台 29MW（折合蒸发量 40t/h·台）和 1 台 14MW（折合蒸发量 20t/h·台）热水锅炉，并为矿井后期供热预留一台锅炉的扩建位置。采暖季节 3 台锅炉全部运行，非采暖季一、二号矿井统一考虑换热负荷，因此运行 1 台 14MW 锅炉，锅炉效率为 83%，每天运行 20 个小时。设置除尘及脱硫两级系统处理锅炉烟气，一级除尘采用布袋除尘器，除尘效率≥95%，二级除尘采用脱硫塔，脱硫装置的除尘效率≥96%，脱硫效率≥80%，脱硫工艺采用氧化镁法。

　　3.2 应用矿井氧化镁法工艺介绍。

　　3.2.1 氧化镁法脱硫系统构成。

　　锅炉的烟气经过布袋除尘器和引风机后进入脱硫塔，脱硫塔为常规塔的结构，在这里面进行二氧化硫的脱除和反应物的氧化，在脱硫区，从脱硫塔底部进入上升的烟气与从脱硫塔喷嘴喷下的脱硫液充分接触反应。本次设计设置循环水泵，其中 29MW 锅炉设置两台循环水泵、14MW 锅炉设置两台循环水泵，为了提高脱硫塔的液气比，设置迷宫结构，这样就增加了烟气和脱硫液的接触，能提高脱硫液的使用效率，同时让脱硫效率更高，也就有更好的效果。除雾器设置两层，一般设置于脱硫液喷嘴的上方，烟气中的二氧化硫先跟脱硫液反应生成亚硫酸镁，然后亚硫酸镁在循环反应池中和氧气反应生成硫酸镁，同时，由脱硫剂制取工艺来给整个脱硫氧化系统进行补液，补液补充在室外的循环反应池中，用来补充消耗掉的脱硫液，使室外的循环反应池的酸碱度保持一定值。

　　从脱硫塔底部流出的亚硫酸镁浆液在循环反应池被氧化后变成硫酸镁，硫酸镁被泵打入板框压滤机，经板框压滤机压滤后，出来的废弃的水被排掉，剩下的硫酸镁可以被有效利用。氧化镁法脱硫在整个反应的过程中有很多子系统，分别为烟气流通部分、脱硫塔吸收氧化部分、脱硫剂制作和输送系统、副产品产生及回收系统、补充水系统等几部分组成。

　　3.2.1.1 烟气流通部分。

　　从锅炉引出的烟气，在前进的过程中流经布袋除尘器，而后再经过引风机，从引风机出来的烟气从脱硫塔的底部进入脱硫塔。在脱硫塔内烟气进行脱硫反应，然后经过喷嘴上方的除雾器去掉水汽，去掉水汽后的烟气经过烟囱排入大气。

　　3.2.1.2 脱硫塔吸收氧化部分。

　　氧化镁脱硫液通过循环水泵打循环，循环水泵通过循环水池吸入液体，然后送至脱硫塔内喷嘴，脱硫液往下运动与从下面升上来的烟气充分融合反应达到吸收烟气中的二氧化硫的目的，在脱硫塔循环池中流入池子的亚硫酸镁被鼓入池子的氧气所氧化由亚硫酸镁变成了硫酸镁。浆液泵将硫酸镁打入板框压滤机，硫酸镁在板框压滤机中压滤，水排入废水系统，硫酸镁被压出来做其它用途。烟气夹带的水汽被除雾器所吸收，除雾后的烟气通过烟囱进入大气。脱硫吸收系统由脱硫塔、内置喷射设备、脱硫水泵、除雾器及冲洗设施等组成。吸收塔里面设有喷射装置，实际它是由一个母管和很多支管构成。母管和支管布置形式基本对称，形成独特的管路，这样设置就能保证将来喷射的均匀。一般脱硫塔的喷射设备分为三层，配备脱硫液循环泵，由循环泵将循环池液体打入喷射层，通过喷嘴对脱硫液进行雾化，喷射出的液体与烟气反应，产生亚硫酸镁。

　　3.2.1.3 脱硫剂制作和输送系统。

　　将采购来的氧化镁粉末放置在储存箱中，并计量着加入水中形成氢氧化镁乳液，并通过乳液泵将脱硫液泵入脱硫塔。 锅炉脱硫设施设计有一套浆料制作流程。 储存氧化镁的粉仓容量设计可依据脱硫剂消耗 3 天的量计算（每天 20小时）。

　　3.2.1.4 副产品回收系统。

　　设置一座沉降池，浆液经板框过滤机固液分离后进入沉降池利用添加絮凝剂使硫酸镁水合物结晶出来，并通过自然沉降使其与浆液分离。做为化肥外卖给客户。

　　3.2.1.5 补充水系统。

　　脱硫工艺水来源为矿上的供水系统，脱硫系统通过这套系统补充水。这些水主要用于下列地方：制备氧化镁脱硫剂的水、对废水的排放；除雾器及传输设备、传输管路等的冲洗水。

　　综上所述，所有工艺流程图具体见下图：

　　

　　3.2.2 氧化镁法脱硫系统本次设计亮点。

　　3.2.2.1 防腐蚀措施。

　　除补充水管路之外的管线布置应无死角，以防止管道淤积。氧化镁法除补充水管路之外的管线设计有吹扫清洁系统且在管线低位设置放水点。因为矿井锅炉为冬季运行，其它季节不运行，不运行时把管道内的残留液及时排出去，这样就避免了管道在无液状态时被腐蚀的可能性。同时管道材质采用玻璃钢，防腐蚀性能好，以上措施降低了管道被破坏的可能性，延长了管道的使用寿命；3.2.2.2 增加自控措施。

　　送入脱硫塔的脱硫剂浆液给料流量信号和浆液泵电流信号配置相应的变送器。进入脱硫塔的脱硫剂计量脱硫剂多少的信号和脱硫剂循环泵的电信号均应该接入脱硫自控系统。脱硫剂用多少应根据实际的烟气量、脱硫塔前后的二氧化硫浓度以及脱硫塔外循环池内液体的酸碱度来进行自控，增加了自动化措施，让脱硫反应更均匀，避免了因反应的不稳定而产生的脱硫塔结垢现象。

　　3.2.2.3 保护泵措施。

　　泵出口管路上设置背压管路，当泵运行超压时，部分液体走背压管路，压力从从背压阀卸掉，保护泵和电机不被烧坏。

　　3.3 应用矿井氧化镁法主要设备系统计算。

　　3.3.1 烟路系统。

　　锅炉出口烟气经布袋除尘器，经过引风机，然后进入脱硫塔，在烟气与脱硫塔脱硫剂反应的过程中，无论锅炉是低负荷运行还是满负荷运行时，脱硫设施都能很好的运行，并能在满负荷运行时脱硫塔进入烟温上下浮动 20℃的状况下仍能持续工作。当锅炉的省煤器出现问题，烟温出现超温情况，烟气脱硫设施应能保持安全运行 20 分钟以上。

　　3.3.1.1 烟道。

　　烟路设计需要考虑的因素很多，有很多可能情况很差这其中就包括了温度压力的状况以及流量和污染物含量的状况。设计时还要考虑它承受的荷载等因素，这其中就包括了烟路自己的重量、内部衬的玻璃鳞片以及烟路的保温荷载和风雪附加的重量、灰尘附加的重量，有时候还要考虑地震的状况。烟道中有腐蚀性物质,出现腐蚀现象是必然的，因此我们在考虑烟道的壁厚的时候就不可能只按计算值,往往比计算值要大一些。烟路里面为了加强管子支撑设一些横向或者纵向的加固肋来加固管路。烟路选取的流动的速度应低于 14m/s，关于烟路的承压问题，它应该比引风机负荷最大时候的压力还要高 1100Pa，烟道设计时分两个类型，29MW 锅炉的横截面积 S= Q/V =66000/3600/14=1.31m2,14MW锅炉的横截面积 S=Q/V=35000/3600/14 =0.70m2经以上计算烟路应该选取的管路尺寸应该为直径 1300mm 和 800mm。烟路的材料在选取时应该用碳钢[72-74]。

　　3.3.1.2 烟路附件。

　　烟路上为了更好的监测烟路的温度和压力有时候需要在上面设置一些仪表来进行监测，并检测到的数据传递到自控系统，用来说明系统实际运转的情况。

　　烟路的低点会集聚一些水分，这些水分应及时排出去，应设置回收装置，同时应该预防排水装置发生拥堵，排水装置的规模按预测的流量实施设计，排水设施采用玻璃钢制作，应增加管路冲洗设施。排水最终要排入场地内的集水坑内。

　　烟路管径一般都比较大,所以需要在其里面增加一些槽钢或管道支撑，而外面也需要增加一些固定管道的措施，以保证不管烟路发生什么样的状况都不产生振动，确保运行安全。

　　烟路为了保持温度，需要设置保温结构，外边也要加保护层，保温层材料选择玻璃棉，保护层材质采用彩钢板，保温层厚度采用 70mm，保护层厚度采用 0.7 mm。

　　3.3.1.3 伸缩补偿器。

　　脱硫塔进出口的烟路上安装伸缩补偿器。伸缩补偿器应该和烟路尺寸具有相同的尺寸，对于 29MW 锅炉和 14MW 锅炉烟路尺寸设计的直径分别为1300mm 和 800mm。伸缩节的材料为合金。如果水平管路上伸缩节处于湿环境，需要有排水设施能将水及时有效的排出去，排水开孔应开在中心线上，选用DN150 的玻璃钢管。伸缩节每个边需有 1m 的净距，针对所有设施和走人的平台爬梯，防止伸缩节有动作时，影响周围的设施和人。伸缩节所在烟路上应设置压力和温度等仪表来测量压力和温度，并把信号上传自控系统，用来检测和掌控系统自动运行状况。

　　烟路上的排水设施应考虑回收装置和防止管道被堵住，排水设施的大小依据流量和流速设计，排水设施玻璃钢制作，还要设冲洗设施。排水排入厂区内的地坑。

　　3.3.1.4 进风管路。

　　经过除尘器和引风机的烟路将从脱硫塔底部进入脱硫工艺。进风管路就是这一段管路，进风管路从脱硫塔底部开始，以速度 v=2.5m/s 的模式经脱硫塔向上流动。烟气在上升的途中会先接触到反应完的产品亚硫酸铵溶液，使烟气的温度降了下来。然后继续上升与从喷嘴喷射下来的液体反应除去烟气中的二氧化硫。

　　3.3.2 SO2吸收系统。

　　3.3.2.1 吸收塔。

　　吸收塔又叫脱硫塔[70],是由脱硫塔塔体、脱硫塔喷射层、脱硫塔除雾器等部分组成。

　　脱硫塔在每一个喷射层的地方加一个迷宫结构，让烟气在经过迷宫结构的时候能与脱硫液充分融合反应，能更好的脱除二氧化硫，相应就提高了脱除二氧化硫的效率，最大限度的去除二氧化硫，此结构也能减少一部分烟气中携带的烟尘，也防止了烟气流速过快带走脱硫剂的现象出现，在喷嘴的上部设置两组除雾器，以更好的去除烟气中的水汽。

　　脱硫塔入口处由于速度较快而且也有比较高的烟温，对设备的影响还是比较大的，所以在选择脱硫塔的材质时应该考虑选择那种对温度的耐受力和对压力的耐受力都比较高的材质，这样就很大程度避免了因个别地方受损影响整个设备，对设备能正常进行也不利。

　　脱硫塔采用玻璃鳞片这种方式进行防腐在国内应用还是比较普遍的，另一方面此材质对一些容易让脱硫塔产生磨损的物质也具有很好的抵抗性，这就避免了脱硫塔因腐蚀而导致局部受损，影响整个脱硫效果。吸收塔高度由如下几个部分的计算来决定，首先是脱硫剂反应区高度（ht），在喷嘴附近，其次是脱硫除雾区高度（hc），这个是在喷嘴的上面，最后是烟气进口那部分的高度（hy）。

　　脱 硫 塔 直 径 的 计 算 ： 横 截 面 积 29MW 锅 炉 和 14MW 锅 炉 分 别 为S=Q/V=66000/3600/2.5 =7.34m2、S=Q/V=35000/3600/2.5 =3.89m2，直径分别为3100mm、 2300mm，升气帽、水洗段、除雾器[71]直径均与脱硫塔内径一致。

　　脱硫剂反应区高度设计：ξ= Q/V=Kcmη /ht其中，m 为质量浓度，公式中测定位置为脱硫塔入口处，状况为标准状况下，单位为 kg/m3；比率η为设定的脱硫剂对二氧化硫的吸收的比率，%；ht为脱硫塔内脱硫剂反应区高度，m；Kc 为常数，其计算数是由烟气的速度和烟气的温度等综合决定的；则脱硫 剂反应区高度两类塔分别为 ht==11.2m，ht’==8.4m ， 除 雾 器 高 度 hc 分 别 取 3.5m 和 2.5m 。 H=ht+hc+hy=16.3m 和H’=ht’+hc’+hy’=13.5m对于脱硫塔和脱硫塔自身的结构以及组成这个结构的所有零部件都要有一个富裕系数，来抵抗腐蚀带来的折减。为防止脱硫塔的脱硫液漏掉，脱硫塔的结构密闭性也要求比较高。

　　脱硫塔外壳的设计也有一定的要求，要考虑的因素很多，这其中就包括了脱硫塔承载的自身的压力载荷，还包括管道上的力以及管道上的力矩对脱硫塔的传导，还得考虑风雪荷载，有些地区地震等级比较高，地震可能产生的影响也要考虑，为了防止脱硫塔摇晃和倾倒，还要采取一些加强措施，对于这方面的力还要用专业软件分析。脱硫塔外面的固定要能防止塔的稳定性，让塔不至于发生意外，而对于力的分析要用专业软件。在这些方面本项目设计都有考量。

　　脱硫塔本体的设计还应该考虑不要留下太多犄角旮旯，应尽量保证生成的亚硫酸镁液体能很好的排出到循环池，应尽量让硫酸镁沉淀在循环池内形成，脱硫塔底部设计应考虑将来到达这里的浆液能全部排到塔外，另脱硫塔的喷嘴应多设一些，考虑突发情况也能有应对措施。整个脱硫塔的设置应该考虑将来内部的零部件维护方便，脱硫塔里面设置的一些结构尽量不留死角避免污垢物的堆积，还应留有一定的空间便于清洁内部的设施。对于在塔内产生的亚硫酸镁尽量让它流入循环池，在循环池要尽量让亚硫酸镁的停留时间长一些，使亚硫酸镁完全氧化。对于脱硫塔烟路的进口处要采取措施，以能够让烟气入口的烟气不回流而且能防止一些杂物在入口处累积。

　　脱硫塔应设置很多的进人的孔洞和观察的孔洞，还得保证这些地方没有烟气和脱硫液的泄露，应该设置好封堵，而且这些地方的强度也不能太低。对于此种地方也得设置一些走人的通道，还要设置一些平台。观察设施要便于更换内部零件；观察孔的直径要有一定大小，不小于 600mm，附近还要有照明装置。要设有冲洗设施。这些装置要有开关便于进出，这些装置上要有手柄，如果有可能设置一下爬梯更好。脱硫塔内不设平台扶梯，若有要求可设但必须防腐。脱硫塔系统本次采用在塔外来循环，塔外设置有氧化镁脱硫系统循环池。在所有设计的设施上都既有就地又有远传设施，在能监控的地方选择好测点，尽量让各个地方自动化程度高一些。

　　3.3.2.2 脱硫塔的内部衬件和特殊结构的合金制作的部件。

　　脱硫塔设计整体防腐性能好。包括脱硫塔入口部位、塔体内部件均采用了很多防腐措施。对塔壁的防腐主要采用的是玻璃鳞片，对于鳞片有很多要求，如鳞片的防腐材料不能用小于 4mm 厚的，除雾器也要求有玻璃鳞片，不能用小于 3mm 的，金属和玻璃鳞片结合处要有喷砂再做底漆，玻璃鳞片还要求有涂层，有的得增强，还有的要耐磨，还得有外涂。

　　3.3.2.3 导入脱硫剂液体的系统。

　　脱硫塔导入脱硫剂液体，采取的方式主要是喷射。喷射对于脱硫剂液体的导入有很好的作用，它的设置保证了脱硫剂能够更均匀的喷射到塔内，喷嘴一般用碳化硅制作，本次设置在减少磨损、防止结垢方面做了一些尝试，设置方式也保证塔便于更换。

　　3.3.2.4 脱硫剂液体搅拌系统。

　　脱硫剂液体搅拌装置的设置主要是考虑了搅拌的充分性和防止局部有死角，导致在局部出现结块的现象3.3.2.5 脱硫塔浆液循环泵。本次设计设置循环水泵以让脱硫塔和循环池之间能够进行循环，其中对于29MW 锅炉我们设置了两台循环水泵，对于 14MW 锅炉我们设置两台较小的循环水泵，各个锅炉的循环水泵将循环池内的液体打入到脱硫塔喷嘴，然后反应完的液体通过水沟自流回循环池，循环泵将吸收塔浆池内的吸收剂浆液循环送至喷嘴。液气比按 5 L/m3，所以 29MW 锅炉选用循环水泵流量为 Q=液气比×烟气量/2=5×66000/2=165000L=165m3, 考虑 15% 的富裕系数，故泵流量选择190m3/h ； 14MW 锅 炉 选 用 循 环 水 泵 流 量 为 Q= 液 气 比 × 烟 气 量 /2=5 ×35000/2=87500L=87.5m3,考虑 15%的富裕系数，故泵流量选择 110m3/h。

　　3.3.3 脱硫剂浆液制备输送系统。

　　3.3.3.1 斗式提升机等。

　　烟气量 29MW 锅炉和 14MW 锅炉烟气量分别为 66000m3/h、 35000m3/h，总烟气量 167000 m3/h，总耗煤量为 11451Kg/h。

　　烟气量折减到 150oC ， V=167000×273/ （ 273+150 ） =107780m3，含硫量11451×1/100=114.51Kg/h；每 立 方 烟 气 含 二 氧 化 硫 ： 114.51×64/32/107780=2125mg/m3， 要 处 理 到200mg/m3，二氧化硫脱除量：m=107780×（2125-200）=207.48Kg/h；氧 化 镁 耗 量 ： 207.48×40/64=129.68Kg/h ， 氧 化 镁 的 密 度 轻 质 的 为0.15~0.3kg/L ， 重 质 的 0.6kg/L ， 取 0.5kg/L ， 每 天 需 要 的 氧 化 镁 体 积 为 ：

　　V=129.68×20/500=5.19m3，每天氧化镁消耗很少，设粉仓的容量为 3 天，则粉仓的体积为 5.19×3=15.57m3，所以斗提选择输送能力 6.0t/h，而粉仓选择?3.0×5.5m，体积 V=17.50m3，螺旋输送机输送能力 0-2t/h。

　　3.3.3.2 乳液罐等。

　　钠碱罐为乳液罐的备用，同乳液罐尺寸。乳液罐尺寸与脱硫塔每小时消耗的量有关，内装乳液质量浓度为 20%，一般我们设计乳液罐的体积时，都是按照脱硫剂 6 小时的消耗量来设计的，脱硫塔一个小时能消耗的氧化镁的量经计算 为 129.68 Kg/h ， 则 需 要 水 的 量 m=129.68×0.8/0.2=518.72 Kg/h ，V=518.72/1000=0.52 m3/h ， 6 小 时 的 体 积 为 3.12 m3， 消 耗 镁 的 体 积V=129.68×6/0.5=1.6m3，总体积取 5m3，故钠碱罐、乳液罐尺寸为直径?2000，高 3.5m。氧化风机风量：V=129.68×22.4×5/40=364 m3/h=6.1m3/min，一般空气过量大一些，反应才充分，故本次取 1.8，故风机选流量选 12m3/min[75-76]。

　　经过上面的计算，很多设备都控制在合理的规模上，对后续运行经济性提供了保障，设备表见表 3.3.1。

　　

　　3.4 氧化镁法预期运行分析及实测结果对比。

　　煤矿有它独特的特点，矿井锅炉规模比较小，单个锅炉规模也比较小，需要经济高效的脱硫工艺，氧化镁法就是这种脱硫工艺之一，本文通过对各种设备的改进、对设计设备的精细计算结合自己查阅的中外文献，预计氧化镁法这种工艺运行后，脱硫剂的利用率会比较高，最高可以达到 97%，排放烟气中 SO2浓度也会得到很大的降低，最低可以低于 100mg/Nm3，这样就能达到锅炉大气污染物排放标准规定的关于二氧化硫排放浓度的要求，而且也能很好的解决脱硫塔堵塞和运行不利的诸多弊端，为脱硫设施更好的服务矿井提供了很好的模板。

　　去年冬季矿井锅炉房进行了实际运行，我进行了调研，现场测了几组数据，数据如下：

　

　　通过以上表格分析，脱硫效率能达到实际计算的效果，在脱硫计算上仍可沿用此计算方法，但在其它方面也做了检测，比如脱硫塔阻力为 800Pa，脱硫塔供水压力在 0.5MPa，装置年运行小时数在 2450 小时，循环液的酸碱度在 6.5左右，循环液流量 29MW 锅炉循环流量为 304 m3/h，14MW 锅炉循环流量为 176m3/h，液气比比设计的小，大约为 4 L/m3，所以通过塔的改进，让脱硫液和烟气充分接触，可以降低液气比。

　　3.5 本章小结。

　　通过氧化镁脱硫工艺在矿井上的实践，找到了适合矿井的氧化镁工艺流程，并在具体的位置进行了如下创造：浆液管线设计了清洗系统和阀门低位排水系统，管道材质采用玻璃钢；增加了自动化措施，让脱硫反应更均匀；泵出口管路上设置背压管路，保护了泵。进行了设备选型计算，为以后矿井脱硫设备的计算提供了模板。

　　液气比是脱硫工艺中一个重要的指标，只有选择合适的液气比才能使脱硫塔取得很好的脱硫效果，液气比过小直接就导致脱硫效果上不是很好，也影响脱硫的效率；而液气比如果过大，脱硫液循环浆液就会消耗的比较大，水的消耗量也会很大，这样烟道的腐蚀就会变大。通过本次调整脱硫塔结构，把液气比降到了更合理的水平，说明在脱硫设计中做好塔的设计，是可以优化液气比的，这就使塔的设计变得更重要，多研究塔的结构，提高塔在脱硫过程中的合理性，让塔的效率更高成为可能，为以后矿井脱硫塔设计提供了样本，将来也可以委托第三方生产，制作矿井专属的脱硫塔。